乙醛氧化制备乙酸分离工段设计-毕业设计

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目 录

摘 要 ....................................... 错误！未定义书签。 ABSTRACT ..................................... 错误！未定义书签。 1 绪论 ....................................................... 1

1.1 概述 ...................................................... 1 1.1.1 乙酸的工业现状 .......................................... 1 1.2 工艺技术的比较与选择 ...................................... 2 1.3 原料及产品规格 ............................................ 2 1.4 三废处理 ................................................. 2 1.4.1 废气处理 ................................................ 2 1.4.2 废水处理 ................................................ 2 1.5 确定方案 .................................................. 3 1.5.1 设计依据 ................................................ 3 1.5.2 设计方法 ................................................ 3 1.5.3 设计流程 ................................................ 3 1.6 操作条件的确定 ............................................ 4 1.6.1 塔板类型的选取 .......................................... 4 1.6.2 进料状态 ................................................ 4 1.6.3 加热方式的选择 .......................................... 4

2 精馏塔的工艺计算 ......................................... 5

2.1 物性数据 ................................................... 5

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2.1.1 粗醋酸中各组分的物理性质 ................................. 5 2.1.2醋酸水溶液气-液平衡关系表 ................................ 5 2.1.3水和醋酸的安托尼常数 lgP0?A?B ....................... 5 C?t2.2 物料平衡 ................................................... 6 2.3氧化塔物料衡算 ............................................. 6 2.4 蒸发器物料衡算 ............................................. 9 2.5精馏塔T101物料衡算 ....................................... 10 2.5.1原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 ..................... 10 2.5.2物料衡算 ................................................ 10 2.5.3塔顶，进料和塔釜温度的计算 .............................. 10 2.5.4平均相对挥发度的计算 .................................... 11 2.5.5最小回流比的计算和适宜回流比的确定及 ..................... 11 2.5.6最小理论塔板数确定 ...................................... 12 2.5.7全塔理论塔板数 .......................................... 12 2.5.8实际塔板数和进料位置 .................................... 12 2.6精馏塔T102的物料衡算 ..................................... 13 2.7 醋酸回收塔物料衡算 ....................................... 13

3 精馏塔主要尺寸计算 ........................................ 15

3.1精馏塔T101设备计算 ....................................... 15 3.1.1操作压强 ................................................ 15 3.1.2操作温度 ................................................ 15 3.1.3平均分子量 .............................................. 15

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3.1.4平均密度（参考《化工原理上册附录图7》） .................. 16 3.1.5表面张力的计算（参考《化工原理上册附录图7》） ............ 18 3.2精馏塔T101主要尺寸计算 ................................... 18 3.2.1流量的计算 .............................................. 18 3.2.2塔径的计算 .............................................. 19 3.2.3塔板结构的设计 .......................................... 20 3.2.4塔板流体力学验算 ........................................ 23 3.2.5塔板负荷性能图 .......................................... 27 3.2.5塔的高度计算 ............................................ 33

4 热量衡算 .................................................. 36

4.1.数据 ...................................................... 36 4.2冷凝器的热负荷 ............................................ 36 4.3冷却水消耗量 .............................................. 38 4.4加热器热负荷及全塔热量衡算 ................................ 38

5 主要设备设计和选型 ....................................... 40

5.1接管的设计 ................................................ 40 5.1.1进料管 .................................................. 40 5.1.2回流管 .................................................. 40 5.1.3釜液出口管 .............................................. 40 5.1.4塔顶蒸汽管 .............................................. 41 5.1.5加热蒸汽管 .............................................. 41 5.2冷凝器的选型 .............................................. 42

III

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6.结论 ....................................... 错误！未定义书签。 参考文献.................................................. 43 附 录 ....................................................... 44

附录1 ........................................................ 44 （1）英文字母： ............................................... 44 （2）希腊字母： ............................................... 45 （3）下标： ................................................... 45 （4）上标： ................................................... 45 附录2 ........................................................ 45

谢 辞 ....................................... 错误！未定义书签。

IV

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1 绪论

1.1 概述

乙酸又称醋酸，分子量为60.05。，是无色透明带有刺激性气味的液体，是重要的有机酸之一 。乙酸是相当弱的一种盐基酸，与多种金属能生成盐类；乙酸的水溶液一般有很强的腐蚀性，纯的乙酸电导率很低，但加入少量的硫酸后，通电流时乙酸就分解为一氧化碳，二氧化碳和氧；乙酸分子结构中的羧基和烷基，能与卤素，氨，醇等发生多种化学反应，构成了乙酸在化学工业中的广泛用途。乙酸可以用来制取乙酸乙烯，乙酸纤维素，乙酸酯类溶剂，氯乙酸和乙酸盐类等等。还可以作为织物整理剂，用于制药工业?1?。

我国醋酸产量不足说明我国醋酸需求增长速度较快，也说明国内醋酸工业整体水平较差，受到国外规模化装置产品的冲击日趋严重。我国不仅大量进口醋酸，而且醋酸下游产品呈现快速发展态势，为醋酸产品的发展提供了广阔的市场前景。未来10年间，我国醋酸需求的平均增长率达5.7%，2006年我国需求量达到1450kt，2010年需求量达到1880kt。这对我国醋酸的研究有着重大意义?2?。

目前国内外乙酸的生产工艺都比较成熟，本设计主要针对乙酸生产的分离工段进行研究。精馏塔设备作为汽一液和液一液之间进行传质与传热的重要设备，广泛应用于炼油、石油化工、精细化工、化肥、农药、医药、环保等行业的物系分离，涉及蒸(精)馏、吸收、解吸、汽提、萃取等化工单元操作。是化工、炼油生产装置中最重要的设备之一，塔设备的性能对于整个装置和企业的生产能力、产品质量、消耗额定以及三废和环保等各方面都有重大影响。

当前工业上的大型蒸馏设备仍以板式塔为主，因为板式塔结构简单、成本低廉、易于放大而且在设计与操作方面已具备了比较成熟的经验。但板式塔与高效规整填料相比也有自身的缺点:其通量较小、压降较大、效率也较低，所以进入90年代以来，人们又开始寻求板式塔的新突破。欧美各国，尤其是美国的各大塔器生产商，研制、开发出大批新型塔板。这些新型塔板既克服了以前的一些缺点，同时又保留了以往普通塔板的优点，以更好适应现在对于大直径蒸馏设备大通量、高效率的要求达到相际间传质与传热的目的。当用这些新型高效塔板改造现有的筛板塔或浮阀塔时，无论是从操作性能，还是从改造费用上都显示出广泛的应用前景。因此我们可以从塔板的性能：塔板效率、处理能力、操作弹性、压降及抗堵性等几方面来研究来提高精馏塔的性能，从而优化塔设备，达到经济实用的目的。

1.1.1 乙酸的工业现状

近年来，世界乙酸需求年平均增长率为6.9%，而我国年均增长率达到10%左右。目前我国乙酸生产企业有300多家，2008年生产能力约达250万t/a。乙酸工业经过几十年的

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发展，目前乙酸工业生产方法主要有乙醛氧化法，甲醇羰基氧化法，丁烷（轻油）液相氧化法，乙烯直接氧化法。

甲醇低压液相碳化法由于原料低廉，操作条件缓和，乙酸产率高，质量好且工艺简单等优点，是近年来发展最快的方法，据统计，目前利用该工艺生产的装置占世界总产能的60%以上，其次乙烯乙醛法约占20%，轻烃氧化法约占10%，其它方法约占10%?3?。

1.2 工艺技术的比较与选择

按原料路线，乙醛氧化法分为乙醇-乙醛氧化法，乙炔-乙醛氧化法，乙烯-乙醛氧化法。乙醇-乙醛氧化法属传统方法，用该法生产1t乙酸耗粮食2t，成本高，规模小，该工艺生产路线在发达国家已经被淘汰，在发展中国家仍有应用，但最终随着乙酸工艺技术的发展而取代。乙炔-乙醛氧化法因为需要使用硫酸汞作为催化剂，存在严重的汞污染，故该法在国外已经被淘汰，国内尚有2.5万t/a装置能力，已处于半停产状态，不久也将会被淘汰。乙烯-乙醛氧化法在20世纪60年代发展迅速，但因为该法所利用的自然资源限于石油，其技术经济指标不及用甲醇碳化工艺，国外利用该工艺建成的生产装置已全部停产，但在我国仍在应用，因此该方法没有得到更大发展?4?。

甲醇羰基化工艺，当装置规模向超大型发展时能显示其突出的经济性，一旦建厂，产量对市场的冲击性很大，在市场需求十分巨大的地区，甲醇羰基化工艺是首选目标。该工艺有高压法和低压法两种技术。本设计采用低压法甲醇羰基化工艺，该工艺以碘化铑为催化剂，工艺反应条件温和，收率高，生产成本低?5?。

本设计引用乙醛氧化法生产工艺。乙醛氧化法在孟山都法商业生产之前，大部分的乙酸是由乙醛氧化制得。尽管不能与甲基羰基化相比，此法仍然是第二种工业制乙酸的方法。

1.3 原料及产品规格

原料：乙醛

乙醛含量≥99.5wt% 水含量≤0.5wt% 产品规格：乙酸含量% ≥ 99wt%

1.4 三废处理 1.4.1 废气处理

废气中主要成分为一氧化碳，可直接焚烧或通过变压吸附装置回收一氧化碳后焚烧。

经处理后的废气符合国家现行排放标准。

1.4.2 废水处理

间歇排放的少量废水，这是设备、管道检修时的冲洗液及地面冲洗水，这些含醋酸的

废水经一级中和处理后，送废水处理站，经生化处理后达到排放标准。

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废液量也很少，废液中含有有机组分，主要含醋酸、丙酸，可送去综合利用或送焚烧站焚烧。

1.5 确定方案 1.5.1 设计依据

醋酸生产消耗定额见表1-1

表1-1消耗定额

名称 乙醛 氧气 冷却水 醋酸锰 单耗（每吨醋酸） 770kg 260m3 250m 2kg 3

本设计依据教科书实例，结合现在乙酸工业实际，提出设计要求，对通过分析做出理论计算，为工业设计人员提供理论上的设计依据。

1.5.2 设计方法

本设计在给定的已知条件下采用简捷计算法，设计出符合要求的筛板式连续精馏塔。

1.5.3 设计流程

本设计采用连续精馏，氧化液连续流入蒸发器1，在120度到125度气化，醋酸锰和焦油状高沸物杂质则留存器底，定期清除。蒸发器1蒸出乙酸蒸汽，连续进入脱低沸物塔2，该塔塔板数约50块，在塔内主要是将氧化液中低沸物如乙醛，甲酸，乙酸甲酯和水蒸出。塔顶装有回流冷凝器3，自动调节冷凝器的水量。未冷凝的气体进入乙酸回收系统。塔底的乙酸含有少量的高沸物和微量的低沸物。经过调节后，以稳定的流量连续地进入脱高沸物塔。其塔顶也装有回流冷凝器3，自动调节冷却水的水量，以控制温度。冷凝的乙酸，部分回流入塔，部分作为产品送往贮槽。该塔塔底脱出高沸点物??。

1

图1-1 本设计的简易流程示意图

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1.6 操作条件的确定 1.6.1 塔板类型的选取

由于粗醋酸的腐蚀性较强，板式塔塔板更易被腐蚀，但随着化学工业不断发展，新的耐腐蚀材料不断研制成功，在醋酸生产中有的采用了板式塔。板式塔的生产能力高，在高压下，板式塔的分离效率优于填料塔，结构简单，造价低廉，易于操作。

塔板的类型一般有泡罩塔，筛板塔，浮阀塔，斜孔塔等，本设计选取筛孔塔板，其结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。但其也有不足的地方，筛孔易堵塞，不宜处理易结焦和粘度大的物料。

1.6.2 进料状态

采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，本设计采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提镏段塔径相等，制造上较为方便。

1.6.3 加热方式的选择

间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数。但其缺点只是增加了加热装置。本设计采用间接蒸汽加热。

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2 精馏塔的工艺计算

2.1 物性数据

2.1.1 粗醋酸中各组分的物理性质

表2-1 粗醋酸各组分的物理常数

物品名称 分 子 式 分子量 沸点，℃， 临界温度，℃ 临界压强，Mpa 醋 酸 CH3COOH 60 118.1 321 5.786 甲 酸 HCOOH 46 100.8 — — 乙 醛 CH3CHO 44 20.8 188 5.573 醋酸锰 Mn(CH3COO)2 172.94 — — — 水 H2O 18 100 374.3 22.048 醋酸甲酯 CH3COOCH3 74 57.1 233.8 4.691 三聚乙醛 (CH3CHO)3 132 124.4 — — 亚乙基二醋酸酯 CH3CH(OCOCH3)2 146 10.8 — —

2.1.2醋酸水溶液气-液平衡关系表?1?

表2-2醋酸水溶液气-液平衡关系表?1?

醋酸，分子% 液相 0 5.0 10.0 20.0 30.0 40.0 50.0 气相 0 3.7 7.0 13.6 20.5 28.4 37.4 100 100.3 100.6 101.3 102.1 103.2 104.4 温度t/℃ 醋酸，分子% 液相 60.0 70.0 80.0 90.0 95.0 100 气相 47.0 57.5 69.8 88.8 89.0 100 温度t/℃ 105.8 107.5 110.1 118.8 115.4 118.1

2.1.3水和醋酸的安托尼常数 lgP0?A?B C?t表2-3 水和醋酸的安托尼常数

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常数 水 醋酸 A 7. 07406 6. 42452 B 1657. 46 1479. 02 C 227. 02 216. 82

2.2 物料平衡

年产2.0万吨/年乙酸，工作日330天。一年相当于7920小时。 则每小时生产乙酸20000×1000kg/7920=2525.253kg/h 根据消耗定额得每小时乙醛进料量为：1000/770=2525.253/m乙醛 则m乙醛=1944.445kg/h

所以选择乙醛每小时进料量为2000kg/h

2.3氧化塔物料衡算

（1）氧化塔物料衡算中的已知数据

① 每小时通入氧化塔的乙醛量为10000kg/h ② 氧化过程中乙醛总转化率为99. 3% ③ 氧化过程中氧的利用率为98. 4%

④ 氧化塔塔顶补充的工业氮使其浓度达到45%

⑤ 未转化的乙醛在气液相中的分配率（体积%） 气相：34% 液相：66% ⑥ 原料组成见表2-4

表2-4 原料组成

原料乙醛%（质量） 乙醛 99. 5 醋酸 0. 1 水 0. 3 三聚乙醛0. 1 工业氧%（质量） 氧气 98 氮气 2 工业氮%（质量） 氮气 97 氧气 3 催化剂溶液%（质量） 醋酸 60 醋酸锰 10 水 30 催化剂中醋酸锰用量为氧化塔进料乙醛重量的0. 08%

⑦氧化过程中乙醛的分配率

1 主反应 CH3CHO?O2?CH3COOH 96%

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2.5.6最小理论塔板数确定

Nmin=lg[(xD/(1-xD)) ×((1-xW)/xW)]/lgα-1=11.37 2.5.7全塔理论塔板数

利用简捷法计算理论塔板数 ① 全回流时理论板层数

Nmin=lg[(xD/(1-xD)) ×((1-xW)/xW)]/lgα-1=11.37 则 (R-Rmin)/(R+1)=(26-16.86)/(26+1)=0.3385 由化工原理P37吉利兰图 查得 (N-Nmin)/N+2=0.38 得N=19.56

② 精馏段理论板层数

Nmin=lg[(xD/(1-xD)) ×((1-xF)/xF)]/lgα-1=5.5 横坐标

R?Rmin?0.3385不变，则纵坐标读数也不变 R?1N1?Nmin?0.38 N1=10.09

N1?2 既

即精馏段理论板数为10.09.，提馏段理论板数为9.91

2.5.8实际塔板数和进料位置

①板效率

ET?0.49(α μL)?0.245

查《石油化工基础数据手册》 以进料为计算基准，得表2-6

表2-6 粘度数据表

醋酸 0.9524 0.39mPa·s H2O 0.0504 0.208 mPa·s xi?Li

?L=∑xi?Li=0.9521×0.39+0.0504×0.208=0.3818 mPa·s

ET?0.49(α μL)?0.245= 0.49×(1.8155×0.3818)-0.245=0.54

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②塔内实际板数

NP=NT/ET=19.56/0.54=36.22

取实际板层数为37块(不包括再沸器) 精馏段和提馏段实际板数的确定 NP精=NT精/ET=10.09/0.54=18.69

取实际精馏段塔板数为19块，提馏段实际板数为18块，进料板的位置为由下往上数的第十九块板

2.6精馏塔T102的物料衡算

已知数据：（1）进料流量F=2556.61kg/h （2）进料醋酸含量98%，

釜残液醋酸含量10%，成品醋酸含量99. 8% 列衡算式： F?W?L

F?0.98?W?0.998?L?0.1 得： W=2281.86kg/h L=274.75kg/h

2.7 醋酸回收塔物料衡算

已知数据：（1）进料流量F=92.65+274.75=367.4kg/h

（2）经回收后得到粗醋酸含量65%以上（按65%计算） （3）从精馏塔出来的醋酸含量20%，副产物中含5%的醋酸

列衡算式： F=X+Y

F×0. 2=0. 05X+0. 65Y

得： X=236.19kg/h Y=131.21kg/h

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2-3醋酸回收塔进出物料图

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图

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3 精馏塔主要尺寸计算

3.1精馏塔T101设备计算 3.1.1操作压强

常压精馏：P=101.3kpa

3.1.2操作温度

进料温度：TF=116.5℃ 塔温 塔顶温度：TD=103.725℃ 塔釜温度：TW=117.85℃ 故精馏平均操作温度

Tm=(116.5+103.725)/2=110.113℃ 提镏段平均操作温度 Tn=(116.5+117.85)/2=117.175℃

3.1.3平均分子量

塔顶平均分子量： y1=XD=0.7194 α=1.8155 由y=αX/1+(α-1)X得， X1=0.5854

气相平均分子量 MvD=0.7194×18+ (1-0.7194) ×60=29.79kg/kmol 液相平均分子量 MLD=0.5854×18+(1-0.5854) ×60=35.41kg/kmol 进料板平均分子量： XF=0.0504 则yF=0.0879

气相平均分子量 MVF=0.0879×18+(1-0.0879) ×60=56.31kg/kmol 液相平均分子量 MLF=0.0504×18+(1-0.0504) ×60=57.88kg/kmol 塔釜平均分子量： XW=0.0016 yW=0.0029

气相平均分子量MVW=0.0029×18+(1-0.0029) ×60=59.88kg/kmol 液相平均分子量MLW=0.0016×18+(1-0.0016) ×60=59.93kg/mol 精馏段平均分子量

气相平均分子量：MVM=(29.79+56.31)/2=43.05 kg/mol 液相平均分子量：MLM=(35.41+57.88)/2=46.65 kg/mol 提馏段平均分子量

气相平均分子量：MVN=(56.31+59.88)/2=58.095kg/kmol

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液相平均分子量：MLN=(57.88+59.93)/2=58.91kg/kmol

3.1.4平均密度（参考《化工原理上册附录图7》）?7?

表3-1 密度数据表

温度/℃ 100 105 110 115 120 醋酸/ kg/m 959.5 952.5 944.5 939.5 930.5 3?7?

H2O/ kg/m 958.36 954.5 951.0 946.5 943.1 3经插值计算得

表3-2 插值计算后密度数据表 温度/℃ 塔顶103.725 进料116.5 塔釜117.85 醋酸/ kg/m 954.285 936.8 934.37 33H2O/ kg/m 955.48 945.48 944.56

已知各组分在液相、气相所占的比例，根据表2-2气-液平衡关系，用插值法得，表3-3所示。

表3-3

液相 进 质量分数 料 摩尔分数 塔 质量分数 顶 摩尔分数 塔 质量分数 釜 摩尔分数 0.968 0.9496 0.6576 0.4146 0.9995 0.9984 醋酸 气相 0.1886 0.0652 0.8069 0.5562 0.0332 0.0102 液相 0.0154 0.0504 0.3423 0.7194 0.0005 0.0016 H2O 气相 0.8114 0.9348 0.1931 0.4438 0.9668 0.9898

(1) 塔顶密度的计算

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①液相平均密度：ρ 则ρ

②气相平均密度：

L,D=1/(x

醋酸

/ρ

醋酸

+x水/ρ水)

3

L,D=1÷(0.6576÷954.285+0.3423÷955.48)=954.789 kg/m

M=M醋酸y醋酸+M水y水 ρρ

V,D

=TM/22.4TD

M=60×0.8069+18×0.1931=51.89kg/kmol

V,D

=273.15×51.89÷22.4×(103.75+273.15)=1.679 kg/m3

L,F=1/(x

(2) 进料板密度的计算 ①液相平均密度：ρ则ρ

②气相平均密度： M=M醋酸y醋酸+M水y水

M=600.1886+18×0.8114=25.92

ρ

V,FV,F

醋酸

/ρ

醋酸

+x水/ρ水)

3

L,F=1÷(0.968÷936.8+0.0154÷945.48)=952.75 kg/m

=TM/22.4TF

ρ

=273.15×25.92÷22.4×(116.5+273.15)=0.8112 kg/m3

L,w=1/(x

(3) 塔釜密度的计算 ①液相平均密度：ρ则ρ

②气相平均密度： M=M醋酸y醋酸+M水y水

M=60×0.0332+18×0.9668=19.39kg/kmol ρρ

V,WV,W

醋酸

/ρ

醋酸

+x水/ρ水)

3

L,w=1÷(0.9995÷934.37+0.0005÷944.56)=934.375 kg/m

=TM/22.4TW

=273.15×19.39/22.4×(273.15+117.85)=0.6047 kg/m3

(4)精馏段和提馏段密度的计算 精馏段：

气相平均密度：?V=1／2×(?V,F+?V,D)= 1／2×(0.8112+1.679)=1.2451(kg/m3) 液相平均密度：?L=1／2×(?L,F +?L,D ) =1／2×(952.75+954.789)=953.7695(kg/m3) 提馏段：

气相平均密度：?V′=1／2×(?V,F+?V,W)= 1／2×(0.8112+0.6047)=0.70795(kg/m3) 液相平均密度：?L′=1／2×(?L,F +?L,W ) =1／2×(952.75+934.375)=943.5625(kg/m3)

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3.1.5表面张力的计算（参考《化工原理上册附录图7》）?7?

表3-4 表面张力数据表

温度/℃ 100 110 120 醋酸/ mN/m 19.90 19.2 17.9 ?7?

H2O/ mN/m 58.8 59.90 54.80 经插值计算得

表3-5 插值计算后表面张力数据表 温度/℃ 塔顶103.725 进料116.5 塔釜117.85 醋酸/mN/m 19.64 18.36 18.18 H2O/ mN/m 59.17 56.56 55.90 σD=σσF=σσW=σ

醋酸醋酸

x醋酸+σx醋酸+σx醋酸+σ

水水

x水=19.64×0.4146+59.17×0.7194=50.83 mN/m x水=18.36×0.9496+56.56×0.0504=20.29 mN/m x水=18.18×0.9984+55.90×0.0016=18.24 mN/m

醋酸水

精馏段：σ精=1/2（σD+σF）=1/2×（50.83+20.29）=35.56 mN/m 提镏段：σ提=1/2（σF+σW）=1/2×（20.29+18.24）=19.27 mN/m

表3-6 工艺条件列表

平均密度 (kg/m) 液体表面张力(mN/m) 3 气相 液相 液相 精馏段 提馏段 1.2451 953.7695 35.56 0.70795 943.5625 19.27

3.2精馏塔T101主要尺寸计算 3.2.1流量的计算

表3-7 相对分子质量数据表

平均相对分子质量 精馏段 提馏段 气相 液相 43.05 58.095 46.65 58.91

(1) 进料：

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醋酸：Fx醋酸=2649.14×0.968=2564.3675(kg/h)=0.7123(kg/s) H2O：FxH2O=2649.14×0.0504=133.5167 (kg/h)=0.0371(kg/s) (2) 精馏段： 气相流量：

V=(R+1) D=(25.29+1) ×3.11=81.7619 (kmol/h)=0.0227(kmol/s) =3519.8498(kg/h)=0.9772(kg/s)

VS=VMV/ρv=0.0227×43.05/1.2451=0.7849 m3/s Vh=2825.64 m3/h 液相流量：

L=RD=25.29×3.11=78.6519(kmol/h)=0.0218(kmol/s) =3669.1111(kg/h)=1.017(kg/s)

Ls=LML/ρL=0.0218×46.65÷953.7695=0.0011 m3/s Lh=3.96 m3/h (3) 提馏段： 气相流量：

V＇=V=81.7619(kmol/h)=0.0227(kmol/s)=3519.8498(kg/h)=0.9772(kg/s) VS′=0.7849 m3/s Vh′=2825.64 m3/h 液相流量：

L＇=L+F=78.6519+2649.14=2727.7919(kmol/h)=0.7877(kmol/s) =1.6069×105(kg/h)=46.4034(kg/s) LS＇=0.7877×58.91÷943.5625=0.04918 m3/s Lh＇=177.048(m3/h)

3.2.2塔径的计算

（1）计算公式

D?4Vs??u

D：塔径（m）

Vs3：塔内气体流量m/s

u：空塔内气速m/s u=安全系数×

umax

umax

：极限空塔气速m/s

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C：负荷系数（可由史密.斯关联图查出）

?v、?L：分别为塔内气液两相密度kg/m3

umaxC=

?L??V?V

（2）精馏段计算：

Ls/Vs*(ρL/ρv)0.5=0.0011÷0.7849×(953.7695÷1.2451)0.5=0.03879 取板间距HT=0.45m，取板上液层高度hL=0.05m 则HT-hL=0.45-0.05=0.4m

根据以上数据，由《化工原理》下册p158图3—7史密斯关联图查得： C20=0.08 其中σ精=35.56 mN/m

则C=C20(σ精/20)0.2=0.08（35.56/20）0.2=0.08976

所以umax=0.08976×[(ρL-ρv)/ ρv]0.5=0.08976×[(953.7695-1.2451)/1.2451]0.5=2.4827m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速 u=0.7umax=1.7379m/s

所以塔径 D=（4Vs/πu）0.5=（4×0.7849÷3.14×1.7379）0.5=0.7585m 按标准塔径圆整后，取 D=0.8m

塔截面积：AT=πD2/4=3.14×0.82÷4=0.5024m2 空塔气速：u=VS/AT=0.7849÷0.5024=1.5623 m/s （3）提馏段计算：

LS＇/ VS′×(ρL/ρv)0.5=0.04918/0.7849×（943.5625÷0.70795）0.5=2.2875 取板间距HT′=0.6m，取板上液层高度hL′=0.08m 则HT′- hL′=0.6-0.08=0.52(m)

根据以上数据，由《化工原理》下册p158图3—7史密斯关联图查得： C20′=0.012

由于物系表面张力为19.27mN/m，校正： C‘=C20’(σ提÷20)0.2=0.012（19.27÷20）0.2=0.0119

umax‘= C‘×[(ρL-ρv)/ ρv]0.5=0.0119×[(943.5625-0.70795) ÷0.70795]0.5=0.4343m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速 u‘=0.6umax’=0.2606m/s

所以塔径 D‘=（4Vs‘/πu）0.5=（4×0.7849÷3.14×0.2606）0.5=1.9587m 按标准塔径圆整后，取 D=2m

塔截面积：AT‘=πD2/4=3.14×22÷4=3.14m2 空塔气速：u‘=VS‘/AT’=0.7849÷3.14=0.2499m/s

3.2.3塔板结构的设计

(一) 精馏段

板间距HT=0.45m,取板上液层高度hL=0.05m

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塔径D=0.8m

根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，不设进口堰，塔板采用单溢流和分块式组装。 (1) 溢流装置 ①堰长lW

取堰长lW=0.8D,即lW=0.8×0.8=0.64(m) ②堰上液层高度hOW

2hOW =2.841000E(Lhl)3，取E≈1

whOW =2.84/1000×1×（3.96 /0.64）2/3=0.0096

hOW>0.006m，符合要求。一般how不应小于6mm,以免液体在堰上分布不均。③出口堰高hW

hL=hW+hOW，即hW= hL- hOW=0.05-0.0096=0.0404m ③ 降液管底隙高度 ho

ho=hw-0.006=0.0404-0.006= 0.0344(m) ④ 弓形降液管宽度Wd和面积Af Lw/D=0.8

查《化工原理》下册，图3-12得 Af/AT=0.15, AT=0.5024m2 所以Af=0.0754 m2

Wd/D=0.2 D=0.8m

所以Wd=0.2×0.8=0.16m ⑤ 液体在液管中停留时间θ θ= AfHT/ Ls=0.0754×0.45÷0.0011=30.8s 停留时间θ>5s，故降液管尺寸可用。 (2) 塔板布置及筛孔数目与排列

因为D小于1.5m，所以取WS=0.06m WC=0.05m

本设计中所处理的物系有腐蚀性，可选用??2.5mm的不锈钢塔板，d0?2??5mm

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t?3d0?15mm 筛孔数目 n?1.55Aat2 其中 A?x?a?2???xr2?x2??r2?1180sinr???

21

筛孔直径

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X=0.8/2-（0.16+0.06）=0.18 r=0.8/2-0.05=0.35

则 Aa=0.2403 m2

所以 n=1.55×0.2403÷0.0152=1655.4

?d??0.005?开孔率: ??0.907?0??0.907???10%

?0.015??t?22(二) 提馏段

板间距HT′=0.6m,取板上液层高度hL′=0.08m 塔径D′=2m

根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，不设进口堰，塔板采用单溢流和分块式组装。 (3) 溢流装置 ①堰长lW′

取堰长lW′=0.8D′,即lW′=0.8×2=1.6(m) ②堰上液层高度hOW′

?22.84Lh3hOW ′=E()，取E≈1

?1000lwhOW′ =2.84/1000*1（177.0442 ÷1.6）2/3=0.065

hOW′>0.006m，符合要求。一般how不应小于6mm,以免液体在堰上分布不均。 ③出口堰高hW

hL′=hW′+hOW′，即hW′= hL′- hOW′=0.08-0.065=0.015m ④ 降液管底隙高度 ho′

ho′=hw′-0.006=0.015-0.006= 0.009(m) ⑤ 弓形降液管宽度Wd和面积Af Lw/D=0.8

查《化工原理》下册，图3-12得 Af’/AT’=0.15, AT’=3.14m2 Af’=0.15×3.14=0.471 m2 Wd/D=0.2 D=2m 所以Wd=0.2×2=0.4m ⑥ 液体在液管中停留时间θ

θ′= A’fHT’/ Ls’=0.471×0.6÷0.04918=5.746s

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停留时间θ′>5s，故降液管尺寸可用。 (4) 塔板布置及筛孔数目与排列

因为D大于1.5m，所以取WS=0.085m WC=0.05m

本设计中所处理的物系有腐蚀性，可选用??2.5mm的不锈钢塔板，筛孔直径

d0?2??5mm

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t?3d0?15mm 筛孔数目 n?1.55Aa 2tx?? ?r???r222?1xr?x?sin其中 Aa?2??180?

X=2/[2-（0.4+0.085）]=0.515 r=2/2-0.05=0.95

则 Aa=0.9279 m2

所以 n=1.55×0.9279÷0.0152=6392.24

?d??0.005?开孔率: ??0.907?0??0.907???10%

?0.015??t?223.2.4塔板流体力学验算

为检验初步设计的塔板能否在较高的效率下正常操作，当工艺设计完毕后,必须进行塔板的流体力学验算，验算中若发现有不合适的地方，应对有关工艺尺寸进行调整，直到符合要求为止。液体力学验算内容有以下几项：塔板压降、液泛、雾沫夹带、漏液及液面落差等。 （1）塔板压降

气体通过一层塔板的压降为 hp?hc?hl?h?

?u0?① 干板压降 hc?0.051??c???0?2??V????L??? 其中u0为气体通过筛孔的速度 ?精馏段：uo=4VS/πdo2n=4×0.7849÷3.14×0.0052×1656=24.15 m/s 由

d0??5?2,查附录五干筛孔流量系数图，得流量系数c0?0.75 2.5故hc=0.051(uo/co)2(ρv/ρL )=0.051×(24.15÷0.75)2×(1.2451÷953.7695)=0.069 提镏段：uo‘=4VS‘/πdo2’n‘=4×0.7849÷3.14×0.0052×6393=6.256 m/s

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由

d0??5?2,查附录五干筛孔流量系数图，得流量系数c0?0.75 2.5L

’

故hc‘=0.051(uo‘/co’)2(ρ‘v/ρ2

)=0.051×(6.256÷0.75) ×(0.70795÷943.5625)=0.0026

② 气体通过充气液层的压降 hL??hl 精馏段： ua?Vs0.7849??1.838 2AT?Af0.502?40.07541???v?1.8382?1.2451?2.0511kg/?s?m2?

??12 则气相动能因子 FO?ua 查附录六充气系数关联图，得 ??0.5 330.?05故 hL??hl?0.5?0 .0提馏段：

同理求得：ua=0.294m/s

?4则气相动能因子 Fo?ua?v?0.290.70?795 0.2474查附录六充气系数关联图，得 ??0.8 77故 hL??hl?0.8?

0.?080. 0③ 液体表面张力所产生的压降 h??4?L ?Lgdo4?L4?35.56?10?3?3.0405?10?3 精馏段：h??=

?Lgdo953.7695?9.81?0.0054?19.27?10?3?1.6655?10?3 提馏段：h??943.5625?9.81?0.005' 塔板压降：

精馏段：hp?hc?hl?h?=0.069+0.0265+0.00304=0.09854 提馏段：hp?hc?hl?h?=0.0026+0.0696+0.00165=0.07385

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每层塔板的压降 ?Pp?hp?Lg

精馏段：?Pp?hp?Lg=3.136?953.7695?9.81?29341.9pa 提馏段：?Pp?hp?Lg=1.7551?943.5625?9.81?16245.8pa

（2）液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd???HT?hw? 醋酸—水属一般体系，取安全系数??0.5,Hd?hp?hl?hd

精馏段：

??HT?hw??0.5?(0.45?0.0404)?0.2452 Hd?hp?hl?hd 其中，hp?0.117m

由于板上不设进口堰，则hd?0.153(uo')2?0.0003

54 所以 Hd?0.098??0.05?0.000m3液柱0.1 4 符合Hd???HT?hw?

故不会发生液泛现象 提馏段：

?(0?.6 ??HT?hw??0.50.?035) 0.3179 Hd?hp?hl?hd 其中，hp?0.09125m

由于板上不设进口堰，则hd?0.153(uo')2?0.153??Ls/lwho??0.1519

2 所以 Hd?0.07385?0.08?0.1519?0.305m(液柱)

符合Hd???HT?hw?

故不会发生液泛现象 （3）漏液

对筛板塔，

精馏段：取漏液量10%时的气相动能因子为F0?10

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则 u0mi?nF0?v?10?8.96m/s

1.24515s 实际孔速 u0?24.1m / 稳定系数 K?u024.15??2.6 9u0mn8.96符合 1?K?3，故不发生漏液现象

提馏段：取漏液量10%时的气相动能因子为F0?5 则 u0mi?nF0?v?5?5.9m4s /0.707956s 实际孔速 u0?6.25m / 稳定系数 K?u06.256??1.05 3u0mn5.94 符合 1?K?3，故不发生漏液现象

（4）液沫夹带 精馏段： ev?3.25.7?10?6?L?ua??H?hf?T?? ??m2s 其中 ua?1.838 /5l? hf?2.h2?.50?.05m0 .13.25.7?10?6?1.8382??? 则 ev???335.56?10?0.45?0.125??0.041kg液/kg气（〈0.1kg液/kg气）

故液沫夹带量在允许范围内 提馏段： ev?5.7?10?6?L?ua??H?hf?T?? ??3.24s 其中 ua?0.29m /5l? hf?2.h2?.50?.08m 0 26

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5.7?10?6?0.294??? 则 ev??19.27?10?3?0.6?0.2?3.2?0.0001kg液/kg气（〈0.1kg液/kg气）

故液沫夹带量在允许范围内

3.2.5塔板负荷性能图

(一) 雾沫夹带上限线?11? 精馏段：

以ev?0.1kg液/kg气为限，求VS~LS关系如下: ev? ua?5.7?10?6?L?ua??H?hf?T?? ??VS?

0.07540.4273.2VSVS?AT?Af0.502?4 hf?2.5hL?2.5?hw?how?

04 hw?0.04m

22.84?lh?2.84?3600ls?3how?E????1????0.90LS

1000?lw?1000?0.64?22??故 hf?2.5?0.0404?0.9LS3??0.101?2.25LS3

??2323HT?hf?0.45?0.101?2.25LS?0.349?2.25LS

????6?VS5.7?10??所以 ev??3?2?35.56?10???0.427?0.349?2.25LS3????????3.22323?0.1

整理，得 VS?1.113?67.L1S7 93

表3-8 操作范围内LS相应的VS

23在操作范围内任取若干个LS值，算出相应的VS值列于下表：

LS /m/s VS/m/s 330.0011 1.0371 0.0030 0.9643 0.0040 0.9327 27

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提馏段：

以ev?0.1kg液/kg气为限，求VS~LS关系如下: ev? ua?5.7?10?6?L?ua??H?hf?T?? ??S3.2VSVSV??AT?Af3.1?40.471

2.669 hf?2.5hL?2.5?hw?how?

m5 hw?0.0122.84?lh?2.84?3600ls?3how?E????1????0.4876LS

1000?lw?1000?1.6?22??故 hf?2.5?0.015?0.4876LS3??0.0375?1.219LS3

??2323HT?hf?0.6?0.0375?1.219LS?0.5625?1.219LS

????VS5.7?10?6??所以 ev?2?19.27?10?3????2.669?0.5625?1.219LS3????????3.22323?0.1

整理，得 VS?9.5?320L.S6 6

表3-9 操作范围内LS相应的VS

23在操作范围内任取若干个LS值，算出相应的VS值列于下表：

LS /m/s VS/m/s 330.01 8.5710 0.03 7.5353 0.04 7.1136 （二）液泛线 精馏段：

令 Hd???HT?hw?

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Hd?hp?hL?hd 由 hp?hc?hl??h

hL??hl;hl?hw?how 联系，得 ?HT??????1?how????1?how?hc?hd?h? 忽略h?,将how与LS;hd与LS;hc与VS的关系式带入上式，并整理，得 aVS?b?cLS?dLS

其中， a'?0.051??V?2??A0c0???L??2? （A?d0n） 0?4?'2''2'23b'??HT??????1?hw c'?0.153?lwh0?223

?3600?d?2.84?10E?1?????l???w?'?3 将有关数据带入，得

a'??1.2451???0.112 2?953.7695?????2?0.005?1656?0.75???4?0.051b'?0.5?0.45??0.5?0.53?1??0.05?0.174

c'?0.153?0.64?0.0344?2?315.6623

?3600? d'?2.84?10?3?1.00??1?0.53????1.374

?0.64? 故 0.112VS?0.174?315.66LS?1.374LS 列表计算如下：

表3-9

LS/(m/s) VS/(m/s) 3322230.001 1.195 0. 0030 1.128 0. 004 1.095 0. 006 1.023

提馏段：

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同理求得 a'?0.051??2?0.00?5??40.70??795??0.00 42?943.56?25??6?393?0.75?b'?0.5?0.?6?

0?.520??.87?10?.015

0.279c?'?737.8?0.0?1.6?09230.153?3600? d'?2.84?10?3?1.00??1?0.87????0.9119

?1.6? 故 0.004VS?0.279?737.8LS?0.9119LS 列表计算如下：

表3-10

LS/(m/s) VS/(m/s) 3322230.01 8.2016 0.03 7.9591 0.04 7.8137 0.057 7.5155

(三) 液相负荷上限线 精馏段：

以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限 由 ??AfHTLS?5

得 LS,max?AfHT??0.0754?0.45?0.0068m3/s

5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 提馏段：

以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限 由 ??AfHTLS?5

得 LS,max?AfHT??0.471?0.6?0.057m3/s 5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4

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(四) 漏液线(气相负荷下限线) 精馏段：

已知u0min?8.96m/s 故 Vs,mi?n?0.002?51?656?8.96m03.s2 9120?min44 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线

?d2nu0?/提馏段：

已知u0min?5.94m/s 故 Vs,mi?n?0.002?56?393?5.94m03.s7 4520?min44 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线

?d2nu0?/(五) 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how?0.006m作为最小液体负荷标准?11? 精馏段：

由 how?2.84?3600LS?E???0.006 1000?0.64?2323?6100.643?0.00?00??0.000m3s得 LSmin?? /?2.84?3600?提馏段： 由 how?2.84?3600LS?E???0.006 1000?1.6?2323?6101.6?0.00?003??0.000m7得 LSmin???2.843600??s /(六) 负荷性能图 (1) 精馏段:

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作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得

VS,max?1.175m3/s,VS,min?0.55m3/s

在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，既作出操作线，由图可看出，该筛板的操

故操作弹性为

VS,VS,maxmin?1.175?2.13 60.5532

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(二)提馏段：

在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，既作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得

VS,max?1.4m3/s,VS,min?0.92m3/s

故操作弹性为

VS,VS,maxmin?1.4?1.5 20.923.2.5塔的高度计算

H=HD+(N-2-S) HT+SHT′+HF+HB HD——塔顶空间，取1.2m

HT——塔板间距，精馏段0.45m，取提馏段取0.60m HT′——开有人孔的塔板间距，取0.6m HF——进料段高度，取1.0m

HB——塔底空间，假设塔釜有3分钟的贮量，则

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HB?tL?3?D2?L??460?1.6069?105943.5625??4?2.71(m)

?22N——实际塔板数，前面算出实际板数为37块

S——人孔数目，每隔9块塔板设置一个人孔，取人孔3个 H=1.2+（37-2-19）×0.6+19×0.45+3×0.6+1.0+2.71=24.86(m)

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北京理工大学珠海学院2011届本科生毕业设计 表3-11 筛板塔工艺设计计算结果

塔径D,m 板间距HT, m 塔板型式 塔板数（层） 空塔气速u，m/s 堰长lW,m 堰高hw,m 降液管底隙高度ho,m 筛孔直径d0/m 筛孔数目 孔心距t,m 安定区宽度WS/m 边缘区宽度WC/m 鼓泡区面积Aa/m2 数值及说明 精馏段 0.8 0.45 提馏段 2.0 0.6 备注 单溢流弓形降液管 19 1.5623 0.64 0.0404 0.0344 0.005 1655 0.015 0.06 0.05 0.2403 29341.9 18 0.2499 1.6 0.015 0.009 0.005 6392 0.015 0.085 0.05 0.9279 0.9279 按正三角形排列 单板压强?PP，Pa 液体在降液在管内停留时间?，S 降液管内清液层高度Hd,m 稳定系数K 气相负荷下限（VS） min, m/s 操作弹性 330.8 5.746 0.09854 2.69 0.6358 2.136 0.07385 1.053 0.8362 1.52

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4 热量衡算

4.1.数据 ?7?

查化工原理上册附录图4和附录图6可得表

表4-1 比热容、汽化热数据表

温度 50 55 60 醋酸 KJ/ kg·℃ 2.14 2.18 2.195 CP(比热容) H2O KJ/kg·℃ 4.174 4.180 4.187 醋酸 KJ/Kmol 27000 25200 24300 ?7?

HV(汽化热) H2O KJ/kmol 23781 23666 23552

用插值计算，得以下数据

表4-2 插值计算后比热容、汽化热数据表

温度 醋酸 KJ/ kg·℃ CP(比热容) H2O KJ/kg·℃ 4.1749 4.1845 醋酸 KJ/Kmol 26300 24900 HV(汽化热) H2O KJ/kmol 23710 23600 51.8625 2.1544 58.925 2.1889

4.2冷凝器的热负荷

Qc?(R?1)D(IVD?ILD)IVD——塔顶上升蒸汽的焓；ILD——塔顶馏出液的焓。又 IVD?ILD?xD?HVH2O?(1?xD)?HV醋酸?HVH2O——水的蒸发潜热；?HV醋酸——醋酸的蒸发潜热。表4-3 沸点下蒸发潜热列表

?7?

水 TC/K 沸点，?C 蒸发潜热?Hv/（KJ?Kg-1）100 2257 647.15 36

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